化原课程设计--苯-甲苯连续精馏塔的设计.doc

化工原理设计广 州 大 学 化工原理课程设计书专 业： 化学工程与工艺 班 级： 10精工 学 生： 许哲淳 学 号： 1005200014 完成时间： 2012年1月1日指导老师： 尚小琴老师化工原理课程设计任务书班级 10精工 姓名 许哲淳 学号 1005200014 设计题目：苯-甲苯连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离苯-甲苯混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 76000 吨苯-甲苯混合液体。2、原料液中苯含量： 27.5 %（质量）。3、产品要求：馏出液中的苯含量为 97 %（质量）。 釜液中的苯含量不高于 2 %（质量）。设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：间接蒸汽加热，蒸汽压力为1.02.5kg/cm2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 泡点进料 。4、冷却水进口温度： 25 ，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。目录 前言4 设计说明7（1） 设计方案的确定10 1.操作压力（加压、常压、减压）10 2.进料方式（热状况）10 3.加热方式（直接或间接）10 4.热能利用 11 5.灵敏板位置的确定 11 6.精馏流程的确定11 7.设计思路13（2） 精馏塔的工艺设计计算及结构设计14 1.原始液：苯甲苯的混合物14 2.塔的物料衡算 14 3.塔板数的确定15 4.塔的工艺条件及物性数据计算20 5.气液负荷计算 23 6.塔和塔板主要工艺尺寸计算 24 7.塔板负荷性能图35 8.塔的附属设备计算39 9.塔总体构型43前言精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等, 精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法。板式塔（浮阀塔板）的设计，包括设计方案的确定及流程说明（确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图），塔的工艺计算（物料衡算确定理论塔板数和实际塔板数），塔和塔板主要设备的工艺结构尺寸的设计计算，辅助设备的选型与计算，设计结果概要或设计参数一览表，对本设计的评述或有关问题的分析讨论等六个内容。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ，沸点为111 。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0866克厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ，燃点为535 。 由于在常压下，苯和甲苯的相对挥发度有很大的差异，故可以通过精馏的方式分离苯和甲苯的混合溶液，达到要求的分离目的。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 1：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 2：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 3：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。4：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。5：结构简单，造价低，安装检修方便。6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。本方案主要是采用浮阀塔。浮阀塔是在塔盘上开阀孔，安装能上下浮动的阀件（固定阀除外）。由于浮阀塔板的气体流通面积能随气体负荷变动自动调节，因而能在较宽的气体负荷下保持稳定操作，同时气体在浮阀上由水平方向吹出，汽液接触时间长，雾沫夹带少，具有良好的操作弹性和较高的塔板效率，在工业中得到较为广泛的应用。而浮阀塔的优点正是： 1 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2 操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3 塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4 气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5 塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计选用浮阀塔比较合适。设计说明共14个表格，16张图表格表1 物料衡算结果表2 苯和甲苯的气液平衡数据表3苯和甲苯的气液平衡数据表4 苯、甲苯的Antoine常数表5 苯，甲苯的饱和蒸汽压表6 塔的工艺条件及物性数据计算结果表7 精馏段和提馏段气液负荷计算结果表8 物性系数K表9 雾沫夹带线取点表10 液泛线取点表11 冷凝器和再沸器的热负荷表12 塔各接管及材料表13 塔间距与塔径的关系表 14 塔体计算结果表15 筒体的设计参数表16设计结果汇总附表1常压下苯甲苯的气热平衡数据表附表2苯和甲苯的物理性质附表3苯和甲苯的液相密度附表4液体表面张力附表5液体黏度附表6液体汽化热图图1精馏操作流程 图2精馏工艺流程图图3全凝器内物流流程图图4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程图5设计思路流程图图6苯-甲苯的气液平衡图图7理论塔板数图8 史密斯关联图图9 精馏段和提馏段阀孔数图10 泛点负荷系数图11精馏段操作性能图图12 提馏段操作性能图图13 全塔能量衡算图图14 封头符号说明英文字母56Aa塔板上鼓泡区面积，m2；Ab板上液流面积，m2；Af降液管截面积，m2；AT塔截面积，m2；C操作条件下的负荷系数，无因次；CF泛点负荷系数，无因次；C20当液体表面张力为20 mNm时,计算umax的负荷系数，无因次；do阀孔直径，m；D塔径，m；馏出液摩尔流量，kmol/hev雾沫夹带量，kg液kg气E液流收缩系数，无因次；ET总板效率(全塔效率)，无因次；Fo气相动能因数，kg1/2（sm1/2）；g重力加速度，ms2；hl进口堰与降液管间的水平距离，m；hc与干板压强降相当的液柱高度，m液柱；hd与液体经过降液管时的压强降相当的液柱高度，m液柱；h1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；hL板上清液层高度，m；hn齿形堰的齿深，mho降液管的底隙高度，m；hOW堰上液层高度，m；hW出口堰高度，m；Hd降液管内清液层高度，m；HT板距，m；K物性系数，无因次；lW堰长，M；L液体摩尔流量，kmol/hLh液体流量，m3h；Ls液体流量，m3s；NP实际板层数；NT理论板层数；P压强降，Pa；R鼓泡区半径，m，或回流比，无因次；t孔心距，m；t排间距，m；u空塔气速，m/s；umax极限空塔速度(液泛速度)，m/s：uo阀孔气速，m/s；uoc临界孔速，m/s；uo降液管底隙处液体流速,m/s；Vh气体流量，m3hVs气体流量，m3s：Wc边缘无效区宽度，m；Wd弓形降液管宽度，m；Ws破沫区宽度，m；x液相中易挥发的摩尔组成；或鼓泡区1/2的宽度，m；y气相摩尔组成；Z板式塔的有效高度，m；希腊字母o板上液层充气系数，无因次；液体在降液管内停留时间,s；粘度，mPas；l液体密度，kg/m3v气体密度，kg/m3液体的表面张力，mNm或Nm；计算液泛时的系数，无因次；下标D馏出液；F原料液；h小时；s秒；i组分序号；L一液体的；m平均；max最大的；min最小的；n塔板序号；V气体的。1、 设计方案的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 1.操作压力（加压、常压、减压） 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。由于苯和甲苯在常压下有很好的分离效果，而且苯和甲苯也不是难挥发的物质，同时也从合理的经济成本和设备条件来考虑 2.进料方式（热状况） 选择泡点进料 进料状态直接影响塔板数、塔径、回流量、塔的热负荷等参数的计算，所以在工艺计算前要首先加以确定。进料有多种热状态形式，如冷进料、泡点进料点液共进料、饱和蒸气进料等但一般多采用泡点或接近泡点进料，这样塔的操作较易控制，精馏段与提馏段的塔径相同，使塔的设计和制造更简便。对于泡点进料，由于原料与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，这样较好的提高原料液的分离。另外，也是为了使塔的操作处于稳定，不受季节的影响。 3.加热方式（直接或间接）选择间接加热如果分离的混合溶液为水溶液，且水是难挥发组分，这选择直接加热较好，以省去再废气，提高热能利用率。但是直接加热时的理论板较间接蒸气时稍多，同时本次分离溶液的不是水溶液，所以采用间接加热的方式。 4.热能利用在精馏装置中，可采用中间再沸器，由于塔中间液体沸点低于釜液，所以中间再沸器的温度比塔底再沸器的温度低，因而可以利用比塔釜热源温度低的加热剂来加热，降低能量消耗。同样，也可设置中间冷凝器，由于塔中蒸气温度高于塔顶，所以可回收能位比塔顶更高的热能。这样都可以提高精馏塔的热力学效率。当然，采用上述方式节能或余热利用时还需考虑所增加的设备费用，以及可能给操作带来的不利影响。 5.灵敏板位置的确定一个正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的影响的干扰(如回流比、进料组成发生波动等)，全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应的变化。因此，有可能用测量温度的方法预示塔内组成尤其是塔顶馏出液组成的变化。 仔细考察操作条件变动前后的温度分布的变化，即可发现在精馏段或提馏段的某些塔板上，温度变化最为显著。或者说，这些塔板的温度对外界干扰因素的反映最灵敏，故将这些塔板称之为灵敏板。将感温元件安置在灵敏板上可以较早察觉精馏操作所受的干扰；而且灵敏板比较靠近进料口，可在塔顶馏出液组成尚未产生变化之前先感受到进料参数的变动并及时采取调节手段，以稳定馏出液的组成。因此，在设计过程中根据不同回流比大小来确定全塔组成分布和温度分布，画出以塔板序号为纵坐标、温度变化为横坐标的温度分布曲线，得到温度变化最明显的位置，即为灵敏板位置。 6.精馏流程的确定 苯和甲苯的混合溶液经原料预热器加热到泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷凝器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。流程简图：图1精馏操作流程 原料液走向图:图2精馏工艺流程图 全凝器内物流的走向:图3全凝器内物流流程图 再沸器内物流的走向:图4再沸器内加热蒸汽走壳程、物料走管程 7.设计思路 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。本设计采用浮阀式连续精馏塔，要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里采用全凝器，可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图冷凝器与再沸器的选型塔附属设备计算 图5设计思路流程图2、 精馏塔的工艺设计计算及结构设计1.原始液：苯甲苯的混合物原料液处理量76000t/年原料液（含苯）2705%（质量分数）进料温度泡点进料塔顶产品（含苯）9%（质量百分数）塔底残液（含苯）2%（质量百分数）操作压力常压单板压降0.7kpa2.塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数 =0.31=0.974=0.024(2)平均摩尔质量=0.31078.+(1-0.310)92=87.66kg/kmol= 0.97478+(1-0.974)92=78.36 kg/kmol0.02478+(1-0.024)9291.66 kg/kmol(3)物料衡算总物料衡算 D+W=76000000/(30024)易挥发组分物料衡算 0.974D+0.024W=0.31076000000/(30024)联合以上二式得：F=10555.56kg/h F=10555.56/87.66=120.41kmol/hD=3177.78kg/h D=3177.78/78.36=40.55kmol/hW=7377.78kg/h W=7377.78/91.66=80.49 kmol/h表1物料衡算结果项目含苯摩尔分数平均摩尔质量kg/kmol进料量/(kg/h)产品溜出液量/(kg/h)产品釜液量/(kg/h)塔顶0.97478.3603177.780进料0.31087.6610555.5600塔釜0.02491.66007377.783.塔板数的确定表2苯和甲苯的气液平衡数据x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620（1）根据苯和甲苯的气液平衡数据做y-x图图6苯-甲苯的气液平衡图（2）求取最小回流比Rmin 因为是泡点进料，在苯和甲苯的yx图的对角线自点e（0.310 ，0.310）做垂线即为进料线（q线），该线和平衡线的交点坐标为（0.310 ，0.5479），此即最小回流比时和操作线与平衡线的交点坐标，依最小回流比计算式：Rmin（3） 计算平均相对挥发度表3苯和甲苯的气液平衡数据温度/80.1859095100105110.6x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.8970.7730.6330.4610.2690查常压下气液平衡数据可知：当xD =0.974时物系温度为 同理：xF =0.310时，xW =0.024时， 所以，tD80.70 tF98.31 tw109.56苯和甲苯的饱和蒸气压可以用Antoine方程求算，即3表4 苯、甲苯的Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58计算，所得数据如下：表5 苯，甲苯的饱和蒸汽压组分饱和蒸汽压/kpa塔顶进料塔釜苯103.3172.2231.8甲苯40.070.898.8塔顶 aD=103.3/40.0=2.583进料 aF =172.21/70.8=2.432塔底 aW =231.8/98.8=2.346全塔平均相对挥发度为精馏段平均相对挥发度提馏段平均相对挥发度为（4） 最佳回流比的确定Nmin1实际回流比的确定： 实际回流比通常是最小回流比的1.2-2.0倍，这里取R=1.6Rmin=1.61.791=2.886（5） 精馏段和提馏段理论塔板层数求精馏塔的汽液相负荷qn,L=Rqn,D=40.552.866=116.220qn,V=(R+1)qn,D=(2.886+1）40.55=156.766qn,L=qn,L+qn,F=116.22+120.41=236.630qn,V=qn,V=156.766精馏线操作方程;y=提馏线操作方程;y= 用图解法作图求得理论塔板数，由上图可知，在精馏段一共有8块塔板，进料板在第8图7理论塔板数块板，提馏段有9块塔板（不包括再沸器）（6） 全塔效率ET根据奥康奈尔方法： ET2根据塔顶和塔底液相组成查苯和甲苯的txy图，求得塔的平均温度为（80.7+109.56）/2=95.13该温度下进料液相平均黏度为： 0.310+（1-0.310） 0.3100.267+（1-0.310）0.2750.272mPaS所以ET=应指出奥康奈尔方法适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说，总效率要适当提高。本设计总效率设为ET =50%（7） 实际塔板数精馏段 N精8/0.516 取16块提馏段 N提9/0.518 取18块4. 塔的工艺条件及物性数据计算（1）操作压力塔顶压强PD101.3kpa，取每一层塔板的压强降为，则进料压强PF101.3+160.7112.5kpa塔釜压强PW101.3+260.7125.1kpa精馏段的平均操作压强：Pm（101.3+112.5）/2106.9kpa提馏段的平均操作压强：Pm（112.5+125.1）/2116kpa（2）温度tm由前面计算可知：tD80.70 tF98.31 tw109.56精馏段的平均温度 tm精= 提馏段的平均温度 tm提=（3）平均摩尔质量Mm塔顶 y10.974 0.942 0.97478+（1-0.974）9278.36kg/kmol 0.94278+（1-0.942）9278.81 kg/kmol进料板 0.515 0.314 0.51578+（1-0.515）9284.79kg/kmol 0.31478+（1-0.314）287.60kg/kmol塔釜 0.0473 0.024 0.047378+（1-0.0473）9291.34kg/kmol 0.024078+（1-0.0240）9291.66kg/kmol则精馏段的平均摩尔质量：（78.36+84.74）/281.55kg/kmol（78.81+87.60）/283.21kg/kmol提馏段的平均摩尔质量（84.74+91.34）/288.07kg/kmol（87.60+91.66）/289.63kg/kmol（4）平均密度液体密度由tD=80.7 pA=815kg/m pB=810kg/m 依下式 1/+/（a为质量分数）塔顶 1/0.97/815+0.03/810 814.85kg/进料板，有加料板液相组成0.314由tF=98.31 pA=795kg/m pA=792kg/m1/0.280/795+（1-0.280）/792 792.84 kg/由tW=109.56 pA=783kg/ pB=781kg/塔釜 1/0.02/783+（1-0.02）/781 781.04kg/故精馏段平均液相密度：（814.85+792.84）/2803.85 kg/ 提馏段平均液相密度：（781.04+792.84）/2786.94 kg/气相密度2.86 kg/3.26kg/（5） 液相表面张力0.97421.15+0.02621.5521.16mN/m=0.31419.35+0.68619.97=19.78 mN/m=0.024017.65+0.976018.41=18.40 mN/m则精馏段平均表面张力为：（21.21+19.82）/220.52 mN/m（19.82+18.38）/219.1 mN/m（6）液体黏度tD=80.7 A=0.30mPaS B=0.29mPaStF=98.31 A=0.25mPaS B=0.26mPaSTw=109.56A=0.23mPaS B=0.25mPaS0.9740.30+0.0260.2900.301mpa=0.3140.250+0.6860.26=0.257 mpa=0.0230.231+0.9760.250=0.249 mpa则精馏段平均液相黏度（0.301+0.257）/20.279 mpa提馏段平均液相黏度 （0.257+0.249）/20.253 mpa 表6 塔的工艺条件及物性数据计算结果项目数值及说明备注操作压力/kpa塔顶101.3进料112.5塔釜125.1精馏段106.9提馏段116操作温度/C塔顶80.70进料98.31塔釜109.56精馏段89.51提馏段109.94液体密度/(kg/m3）塔顶814.85进料792.84塔釜780.04精馏段803.85提馏段786.94气体密度/(kg/m3)精馏段2.86提馏段3.26液体表面张力/(dyn/cm)塔顶21.16进料19.78塔釜18.40精馏段20.47提馏段19.09液体黏度/mpa塔顶0.301进料0.257塔釜0.253精馏段0.279提馏段0.2535. 气液负荷计算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(2.866+1)40.55=156.77kmol/h由于是泡点进料 所以q1 ，VL=RD=2.86640.55=116.22kmol/h=L+F=116.22+120.41=236.63kmol/h转换为质量流量V156.7781.5512784.59kg/h156.7788.0713806.73kg/hL116.2283.219670.66 kg/h236.6389.6321209.15 kg/h转化为体积流量V12784.59/（36002.86）1.24213806.73/（36003.26）1.176L9670.66 /（803.853600）0.0033421209.15/（3600786.94）0.00788表7 精馏段和提馏段气液负荷计算结果项目kg/hm3/hm3/sV12784.594471.21.242L9670.6612.0240.00334V13806.734233.61.176L21209.1528.3680.007886. 塔和塔板主要工艺尺寸计算（1）塔径D精馏段的塔径：空塔气速 依据 式中C可由图61史密斯关联图查出， 图8 史密斯关联图横坐标的数值取塔板间距HT =0.45m，上层液层高度hL =0.07m，则图中参数值 由以上数据，查图61得C20=0.084，由公式校正得：则 取安全系数为0.7，空塔气速u=0.7umax=0.71.406=0.984m/s塔径 所以按标准塔径圆整为 D=1.3m提馏段的塔径：空塔气速 依据 式中C可由图61史密斯关联图查出，横坐标的数值 取塔板间距HT =0.45m，上层液层高度hL =0.07m，则图中参数值 由以上数据，查图得C20=0.075，由公式校正得： 则 取安全系数为0.78，空塔气速u=0.78umax=0.781.145=0.890m/s塔径 所以按标准塔径圆整为 D=1.3m塔截面积 实际空塔气速 精馏段：提馏段：精馏段安全系数：在0.6-0.8范围之间，合适。提馏段安全系数：在0.6-0.8范围之间，合适 (2)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下溢流堰长 取堰长为0.66D，即 0.661.30.858m出口堰高 采用平直堰，堰上液层高度可由下式算出 近似取E=1，则 弓形降液管和面积用弓形降液管的宽度与面积图2求取和，因为/D0.66由图查得/0.0721 /D0.124所以0.07211.330.0960.1241.30.161m液体在降液管中的停留时间12.93s5.48s停留时间5s，故降液管可以使用降液管底隙高度 取0.15m/s（3）塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子10 ，则孔速为5.91m/s=5.54m/s求取每层塔板上的浮阀数，即 取177个= 取178个取边缘宽度0.06m，破沫区宽度为0.1m，计算塔板上的鼓泡区面积，即 2xR=D/2-=1.3/2-0.06=0.59mX=D/2-(+)=1.3/2-(0.161+0.1)=0.389m =浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距为 t0.075m，估算排间距，即精馏段=0.064m提馏段=0.063m考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也是要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用0.064m，而应该小于此值。故取0.06m按t75mm60mm等腰三角形叉排方式作图图9 精馏段和提馏段阀孔数精馏段排得阀数为151个提馏段排得阀数为151个按N180个重新核算及阀孔动能因数精馏段提馏段精馏段=提馏段阀孔动能因数变化不大，还在9-12范围内。精馏段塔板开孔率0.955/6.8913.9提馏段塔板开孔率0.861/6.5213.9精馏段和提馏段的开孔率都在10%14%之间，两者都符合要求。（4）塔板流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压强降，可以公式 干板阻力精馏段 m/s提馏段 m/s因为精馏段和提馏段的,故19.9精馏段19.919.90.035m液柱提馏段19.919.90.035m液柱板上充气液层阻力本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取为充气系数0.5，所以0.50.070.035m液柱液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液体高度为精馏段 0.035+0.0350.070m液柱提馏段 0.035+0.0350.070m液柱则精馏段单板压降g0.070803.859.81552Pa提馏段单板压降g0.070786.949.81540.39Pa提馏段和精馏段的单板压降都小于开始假设的单板压降0.7kpa所以假设符合要求。（5）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，（+），可以按公式与气体通过塔板的压强降所相当的液体高度：精馏段 0.070m液柱提馏段 0.070m液柱液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故可以按公式0.153精馏段0.1530.00343m液柱提馏段0.1530.00347m液柱板上液层高度：0.07m故 精馏段 0.070+0.00343+0.070.14343m 提馏段 0.070+0.00347+0.070.14347m取0.5 又选定了0.45m精馏段0.0535m 精馏段0.0407m，则精馏段 （+）0.5（0.45+0.0535）0.252m提馏段（+）0.5（0.45+0.0407）0.245m可见（+）,符合防止淹塔的要求。（6） 雾沫夹带 按公式泛点率100及泛点率板上液体流径长度 D-21.30-20.1610.978m板上液流面积 -21.33-20.0961.138苯和甲苯为正常系统，可以按下表取物性K1.0，而且从下图查泛点负荷系数图10 泛点负荷系数表8 物性系数K精馏段的0.127 提馏段的0.128精馏段的泛点率54.44%泛点率提馏段的泛点率泛点率根据两个泛点公式计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足0.1kg（液）/kg（气）的要求。7. 塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线，按公式泛点率按泛点率为80计算如下精馏段 0.06+1.3310.1156提馏段 0.064+1.3310.1650由上式可知道雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个可作出雾沫夹带线（1）相应的和值表9 雾沫夹带线取点精馏段Ls/（m3/s）0.0010.010Vs/（m3/s）1.901.70提馏段Ls/（m3/s）0.0010.010Vs/（m3/s）1.941.92（2） 液泛线 由公式（+）忽略，得（+）5.34+0.153+（1+）由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且将上式化简为精馏段 0.0300.1715-307.44-1.108提馏段 0.0350.1843-55.85-1.108相应的和值表10 液泛线取点精馏段Ls/（m3/s）0.0010.0050.0090.0130.017Vs/（m3/s）2.312.091.811.390.96提馏段Ls/（m3/s）0.0010.0050.0090.0130.017Vs/（m3/s）2.222.071.941.801.65根据数据作出液泛线（2）（3） 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于3-5s。依据公式，液体在降液管内的停留时间为以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则精馏段 0.0086提馏段 0.0086求出上限液体流量值（常数）。在-图液相负荷上限线为与气体流量无关的竖线（3）（4） 漏液线 对于型重阀，依5计算，则又知道 则 以5作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 提馏段 作出与液相流量无关的水平漏液线（4）(5) 液相负荷下限线 取堰上液层高度0.006m作为液相负荷下限条件，依公式0.006取E1，则精馏段 提馏段 分别作出塔板负荷性能图上的（1）（2）（3）（4）（5）条线由塔板负荷性能图可以看出：（1）任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点），处在适宜操作区内的位置。（2）精馏段气相负荷上限是由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。提馏段塔板的气相负荷上限是由液相负荷上限控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的气液比，由下面两个图，可查出精馏段的塔板气相负荷上限1.82气相负荷下限0.521提馏段的塔板气相负荷上限1.92气相负荷下限0.498图11精馏段操作性能图图12 提馏段操作性能图精馏段 操作弹性/3.49提馏段 操作弹性/3.868. 塔的附属设备计算（1） 全塔热量衡算 通过对精馏塔全塔的热量衡算以确定再沸器的蒸汽用量，如图14所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。图13 全塔能量衡算图 冷凝器 热量衡算可知： 冷却水用量：设换热器采用逆流的方式，且设塔顶产品的出口温度为80.7，水的出口温度为35，另外已知该温度下苯的平均比热容为1900J/（kg. ）由管式换热器总传热系数K可知K800W/(m2.)所以对数平均温度差 换热面积为： 因水和苯两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，苯走壳程。因此查管壳式换热器系列标准得：应选用JB/T4715的固定管板式换热器。即其公称直径为1000mm、公称压强为4.0Mpa的二管程、换热器面积为289.5m2 的固定板式换热器。且列管尺寸为19mm，管心距为25mm，列管长度为4500mm，管子总根数为1148，中心排管数为38。再沸器 再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为0.25Mpa（表压）查得温度T=127.2全塔热量衡算得到再沸器的热负荷：前面计算得QB= 4.98106kJ/h，加热蒸气的消耗量可按下式计算，即 塔底混合物进入再沸器的温度为109.56时候，设再沸器的传热壁为109.56，进入再沸器的加热蒸汽的温度为127.2，加热后蒸汽转化为127.2的液体；由列管式换热器总传热系数K可知K600W/(m2.)tm=127.2-109.56=17.64换热面积： 查管壳式换热器系列标准得： 应选用JB/T4715的固定管板式换热器。即其公称直径为1000mm、公称压强为4Mpa的二管程、换热器面积为470.52m2 的固定板式换热器。且列管尺寸为25=mm，管心距为32mm，管子总根数为698，中心排管数为30，列管长度为9000mm。表11 冷凝器和再沸器的热负荷项目进入温度/t流出温度/t换热面积热量负荷/（kJ/h）全冷凝器80.7035289.365440000冷却水（塔顶）2535再沸器109.56